DE102017127043A1

DE102017127043A1 - Verfahren zur biotechnologischen Herstellung von organischen Verbindungen aus einer Kohlenstoffquelle durch aerobe Fermentation mit Mikroorganismen

Info

Publication number: DE102017127043A1
Application number: DE102017127043.4A
Authority: DE
Inventors: Jens Henkel; Joachim Schütze; Nadine Müller
Original assignee: EPC Engineering and Technologies GmbH
Current assignee: EPC Engineering and Technologies GmbH
Priority date: 2017-11-16
Filing date: 2017-11-16
Publication date: 2019-05-16

Abstract

Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur biotechnologischen Herstellung von organischen Verbindungen aus einer Kohlenstoffquelle durch aerobe Fermentation mit Mikroorganismen, wobei für die aerobe Fermentation mindestens ein Tauchstrahlreaktor eingesetzt wird. Die Erfindung bezieht sich weiterhin auf eine Fermentationsanlage zur biotechnologischen Herstellung von organischen Verbindungen gemäß einem Verfahren der oben beschriebenen Art, wobei die Fermentationsanlage mindestens einen Tauchstrahlreaktor umfasst.

Description

Die vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur biotechnologischen Herstellung von organischen Verbindungen aus einer Kohlenstoffquelle durch aerobe Fermentation mit Mikroorganismen. Darüber hinaus betrifft die vorliegende Erfindung auch eine Fermentationsanlage zur Durchführung des beschriebenen Verfahrens.
Fermentationsprozesse werden in der Biotechnologie zur Herstellung verschiedenster organischer Produkte eingesetzt. Dabei werden Mikroorganismen in Fermentern kultiviert und mit einer Kohlenstoffquelle in Kontakt gebracht, so dass diese unter gesteuerten Reaktionsbedingungen die gewünschten organischen Verbindungen erzeugen. Neben klassischen Fermentationsprodukten wie Ethanol, Essigsäure und Antibiotika werden heute zunehmend auch Grundstoffe für den industriellen Einsatz sowie Nahrungs- und Tierfutterzusatzstoffe biotechnologisch hergestellt.
Grundsätzlich ist zwischen anaerober und aerober Fermentation zu unterscheiden. Während die anaerobe Fermentation wie beispielsweise bei der Herstellung von Bioethanol unter Ausschluss von Sauerstoff erfolgt, ist es bei der aeroben Fermentation notwendig, das Fermentationsmedium kontinuierlich mit Sauerstoff zu versorgen. Bei hohen Dichten der Mikroorganismen und/oder hohen Umsetzungsraten stellt die Sauerstoffversorgung des Fermentationsprozesses ein technisches Problem dar.
Typische Beispiele für biotechnologisch hergestellte Produkte von aeroben Fermentationsprozessen sind Aminosäuren, organische Säuren wie Milchsäure, Zitronensäure und Essigsäure.
Besondere Bedeutung hat in den letzten Jahren die großtechnische Herstellung von essenziellen Aminosäuren gewonnen. Ein besonders wichtiges technisches Produkt aus dieser Gruppe ist die essenzielle Aminosäure Lysin, die seit den 70er Jahren in großtechnischem Maßstab durch biotechnologische Verfahren hergestellt wird. Lysin hat als Nahrungs- und Tiermittelzusatz sowie als Wirkstoff und Bestandteil von pharmazeutischen Präparaten eine große Bedeutung. Da hierbei nur die L-Form der Aminosäure verwendet werden kann, wird Lysin für den Einsatz in diesen Gebieten in aller Regel mittels biotechnologischen Verfahren hergestellt.
Als verbreiteter Mikroorganismus für die Herstellung von Lysin hat sich das Bodenbakterium Corynebacter glutamicum durchgesetzt. Weltweit werden momentan etwa 1,5 Mio. t Lysin, meist in der Form als Lysin.HCl und Lysinsulfat hergestellt.
Lysin ist eine basische Aminosäure. Die korrekte chemische Bezeichnung lautet α-ε-Diamino-Capronsäure. Lysin kommt in den optischen Isomeren als L und D-Lysin vor. Wirtschaftlich interessant ist aber nur das L-Lysin, da sowohl der Mensch, als auch die meisten Nutztiere nur die L-Form als essentielle Aminosäure in ihrem Stoffwechsel verwerten können. Da reines L-Lysin hygroskopisch ist, wird es meist in der Form als L-Lysin.HCl hergestellt.
L-Lysin kommt im Getreideprotein und anderen pflanzlichen Proteinquellen nur in geringer Konzentration (max. 2,5 Ma.-%) vor. Durch Zusatz von L-Lysin bzw. anderen essentiellen Aminosäuren (z.B. Methionin, Threonin, Tryptophan) kann die biologische Wertigkeit des Futtermittels wesentlich gesteigert werden. Ein ausgewogener Anteil dieser Aminosäuren bewirkt, dass das Protein im Futtermittel besser verwertet werden kann.
Durch einen Zusatz von 0,1 bis 0,3 % an L-Lysin, kann die Wachstumsrate von Nutztieren (z.B. Schweine, Geflügel) stark gesteigert werden. Dies ist im Hinblick auf die Proteinversorgung (insbesondere tierisches Protein) der stark anwachsenden Weltbevölkerung von großer Bedeutung.
Neben dem Einsatz als Futtermittelzusatzstoff wird L-Lysin auch als Nahrungsmittelzusatz und in der Pharmazie (z. B. Verbesserung der Wirkung von Schmerzmitteln) verwendet.
Die Weltproduktion an L-Lysin erfuhr in den letzten 30 Jahren eine außerordentliche Steigerung.

Jahr Weltproduktion (t/a)

1990 200.000

1995 300.000

2000 500.000

2006 800.000

2010 1.000.000

2015 1.500.000
Bis Anfang 2000 war die Lysin-Produktion in Nordamerika (USA), Europa und südost-asiatische Länder (ohne China) konzentriert. Die größten Produzenten waren die Fa. Evonik mit Produktionsstätten in Europa, den USA und Brasilien, sowie die japanische Firma Ajinomoto.
Seit Beginn der 2000er Jahre startete die Großproduktion von L-Lysin insbesondere in China. Nach einer Statistik aus dem Jahr 2011 wurden ca. 35 % der Weltproduktion an L-Lysin in China hergestellt.
Mit der wirtschaftlichen Erholung der Länder in Osteuropa und der wachsenden Kaufkraft der Bevölkerung, stieg auch der Fleischkonsum wieder auf ca. 80 kg/Einwohner und Jahr. Dadurch stieg auch die Nachfrage nach L-Lysin als effizienten Futtermittel-Zusatzstoff in diesen Ländern an. Es ist daher verständlich, dass aus diesen Ländern nun Anfragen zu Errichtung bzw. Rekonstruktion von Produktionsstätten zur Erzeugung von Aminosäuren kommen.
Im großtechnischen Maßstab wird Lysin in begasten Rührfermentern hergestellt. Die größten Produktionsfermenter werden mit 750 m³ angegeben. Der Fermentationsprozess ist stark aerob und der Sauerstoffbedarf unterliegt im Fermentationsbatch großen Schwankungen. Nach dem Inokulieren des Produktionsfermenters steigt der Sauerstoffbedarf infolge des Wachstums der Biomasse stark an und erreicht zum Ende der Wachstumsphase (16. bis 24. Fermentationsstunde) sein Maximum. Für einen guten Stoffübergang von Gas-Flüssigkeit-Zelle ist ein aktueller gelöster Sauerstoffgehalt von 20 bis 25 % notwendig. Es wird eine SauerstoffTransferrate (OTR) von 5 bis 8 kg O₂/(t h) benötigt. Die Höhe des Sauerstoffbedarfs ist abhängig von der Biomassekonzentration im Fermenter, der Umsatzrate der Mikroorganismen, dem technischen Konzept des Fermentations-Belüftungssystems und den speziellen Medieneigenschaften des Fermentationsmediums. Nach Ende des Biomassewachstums im Fermenter schließt sich die Produktbildungsphase an. Dabei wird der Sauerstoff nur noch zur Bildung der Aminosäure benötigt und fällt mit sinkender Produktbildungsrate ab. In der Produktbildungsphase beträgt der gelöste Sauerstoffgehalt 10 bis 15 % im Fermentationsmedium. Im kleineren Maßstab oder bei einzelnen Fermentoren kann durch Erhöhung des Systemdruckes der Sauerstoffeintrag leicht gesteigert werden. In Großanlagen mit mehreren Fermentoren in einem Luftversorgungsstrang ist dies nicht mehr einfach möglich. Bei konstantem Systemdruck muss durch Erhöhung der Drehzahl und/oder dem Luftdurchsatz der notwendige Sauerstoffeintrag abgesichert werden. Unter der Beachtung eines Leistungseintrages von 2 bis 3 kW/m³ bei begasten Rührfermentern werden bei großen Fermentoren die technischen Grenzen erreicht. Gleiches gilt für die durchgesetzte Luftmenge, wo ebenfalls durch den Flutpunkt und die Gas-Leerrohr-Geschwindigkeit Grenzen gesetzt sind. Bei großen Rührfermentern kann die erforderliche Wärmeübertragerfläche nicht mehr im und am Fermenter (mittels Kühlschlagen, Doppelmantel) installiert werden, wodurch es Probleme bei der Abfuhr der Reaktionswärme kommt. Oftmals wird der Fermenter einige Zeit mit niedrigerem pH-Wert gefahren, um durch diese ungünstigeren Wachstumsbedingungen den Zeitpunkt des maximalen Sauerstoffbedarfs zu verringern. Gleichzeitig erhöht sich die zeitliche Dauer der Fermentation (Dies ist auch unter dem Begriff „pH-Bremse für den Fermentationsprozess“ bekannt).
Somit stoßen die bisherigen technischen Lösungen bei dieser Form von aeroben Fermentationsprozessen an ihre Grenzen, da insbesondere die Sauerstoffversorgung der Zellen in den begasten Rührfermentern zum begrenzenden Faktor für die Produktionsrate wird. Naturgemäß verschärft sich dieses Problem bei Einsatz von verbesserten Mikroorganismen, beispielsweise auch in Form von gentechnisch veränderten Mikroorganismen, da die höheren metabolischen Umsetzungsraten, die durch diese Mikroorganismen möglich werden, den Sauerstoffbedarf weiter erhöhen.
Vor diesem Hintergrund lag der vorliegenden Anmeldung die Aufgabe zu Grunde, ein Verfahren zur biotechnologischen Herstellung von organischen Verbindungen aus einer Kohlenstoffquelle durch aerobe Fermentation bereitzustellen, das die oben genannten Nachteile überwindet.
Insbesondere lag der vorliegenden Anmeldung die Aufgabe zu Grunde, ein Verfahren zur biotechnologischen Herstellung von organischen Verbindungen aus einer Kohlenstoffquelle bereitzustellen, mit dem eine möglichst hohe Produktionsrate erreicht wird.
Die genannte Aufgabe wird erfindungsgemäß gelöst durch ein Verfahren zur biotechnologischen Herstellung von organischen Verbindungen aus einer Kohlenstoffquelle durch aerobe Fermentation mit Mikroorganismen, wobei für die aerobe Fermentation mindestens ein Tauchstrahlreaktor eingesetzt wird.
Ein zentrales Merkmal des erfindungsgemäßen Verfahrens ist somit der Einsatz eines Tauchstrahlreaktors anstelle des bislang in solchen aeroben Fermentationsprozessen eingesetzten Rührfermenters. Es hat sich überraschend gezeigt, dass gerade bei großen Fermentergrößen überraschend hohe Umsetzungsraten bei den aeroben Fermentationsprozessen erzielt werden können, da insbesondere die Sauerstoffversorgung des Fermentationsmediums verbessert ist. Es hat sich als weiterer Vorteil erwiesen, dass die Wärmeübertragung in den Tauchstrahlreaktoren gegenüber den bisherigen Rührwerkreaktoren verbessert ist.
Der Tauchstrahlreaktor ist ein Schlaufenreaktor mit äußeren Umwälzsystemen. Die für einen guten Stoffübergang notwendige Turbulenz im Reaktionsraum wird ausschließlich mit hydraulischen Einrichtungen und Effekten erreicht.
Der Tauchstrahlreaktor besteht typischerweise aus den Hauptkomponenten.

• Fermentationsbehälter
• Tauchstrahlbelüfter
• Umwälzpumpe mit Umwälzsystem und Wärmeübertrager

Ein solcher Tauchstrahlreaktor ist in 1 gezeigt.
Die Umwälzsysteme sind als Module an den Fermentern angeordnet. Die Anzahl der Umwälzsysteme wird bestimmt von der Größe der Fermenter und der geplanten Sauerstofftransferrate. Das Fermentationsmedium im Fermenterbehälter wird mit Spezialkreiselpumpen über Umwälzkreisläufe, je nach der erforderlichen Sauerstofftransferrate stündlich bis zu 100-mal, umgewälzt. Das Fermentationsmedium wird über die Druckleitungen zu den Begasungsvorrichtungen, den Tauchstrahlbelüftern gefördert.
In diesen Tauchstrahlbelüftern werden Gas-Flüssigkeits-Freistrahlen erzeugt, die mit großem Impuls und hoher Geschwindigkeit senkrecht von oben in das zu begasende Fermentationsmedium eingeleitet werden.
Durch die Einhaltung eines optimalen Verhältnisses zwischen den Energieinhalt der Freistrahlen und der Füllhöhe im Fermenterbehälter wird erreicht, dass durch den Zweiphasenstrahl das Gas bis zum Behälterboden eingetragen wird und gleichzeitig durch die Strahlwirkung und die Auftriebskräfte des Gases eine intensive Umwälzung und Vermischung des Fermenterinhaltes erfolgt. Die dadurch erreichbaren hohen Stoffübergangsgeschwindigkeiten ermöglichen einen intensiven und effektiven Sauerstoffeintrag in das Fermentationsmedium.
Durch den großen Umwälzstrom der Pumpe und dem begasten Freistrahl der Tauchstrahl-Belüfter ergibt sich eine hohe Gas-Leerrohr-Geschwindigkeit im Bioreaktor und damit beste Bedingungen für einen intensiven Stoffübergang im System Gas-Flüssigkeit.
Durch die große Oberflächenturbulenz und die Strahlwirkung, hervorgerufen durch das Auftreffen der begasten Freistrahlen auf die Oberfläche des Fermentationsmediums, wird die Ausbildung einer größeren Schaumschicht vermieden.
Für die Abführung der Reaktionswärme stehen bei dem Tauchstrahlverfahren vorteilhaft große Umwälzmengen in den Außenkreisläufen zur Verfügung. Durch den möglichen großen Produktdurchsatz durch die Wärmeübertrager, erfolgt im Produktstrom nur eine geringe Temperaturreduzierung (z.B. 0,5 bis 2 K), was in den meisten Bioprozessen von Vorteil ist.
Als Wärmeübertrager können Rohrbündelwärmeübertrager, Plattenwärmetauscher oder Spiralwärmetauscher eingesetzt werden.
Tauchstrahlreaktoren sind im Prinzip aus der intensivbiologischen Reinigung von hochbelasteten Chemieabwässern bekannt. Bislang beschränkte sich der großtechnische Einsatz jedoch auf die biologische Abwasserreinigung.
Der Tauchstrahlreaktor ist typischerweise modular aufgebaut. Ein Begasungsmodul besteht aus der Umwälzpumpe, dem Rohrleitungssystem mit integriertem Wärmeübertrager und dem eigentlichen Tauchstrahl-Belüfter. Je nach technischem Erfordernis und notwendigem Luft/Gas-Eintrag in den Reaktor können diese Module über den Umfang des Reaktors, als auch über die Höhe verteilt angeordnet werden. Ein solcher Aufbau ist in 2 gezeigt.
Es hat sich gezeigt, dass der Einsatz von Tauchstrahlreaktoren anstelle der bisher verwendeten Rührfermentern in einem Verfahren zur Herstellung von organischen Verbindungen aus einer Kohlenstoffquelle durch aerobe Fermentation zahlreiche Vorteile aufweist. Als Vorteile sind insbesondere zu nennen:

• Selbstansaugender Betrieb der Tauchstrahlbelüfter/-Begasungseinheit
• Gute Rezirkulation des Prozessgases ohne weiteren technischen Aufwand durchführbar
• Dadurch bedingt hohe Ausnutzungsrate des Prozessgases problemlos möglich (bis zu 50 % Sauerstoffausnutzung)
• Gleichbleibende optimale Begasungsrate durch Rezirkulation des Prozessgases über einen weiten Betriebsbereich möglich
• Hohe Sauerstoffeintragsleistung von 13 kg O₂/ (t h) in selbstansaugendem Betrieb und Steigerung bei erhöhtem Systemdruck möglich
• Durch die hohe Sauerstoffeintragsleistung ist eine Hochzelldichte-Fermentation möglich, wobei Biomassekonzentrationen von 60 g/l im praktischen Betrieb schon erreicht wurden, theoretische Steigerung bis auf 90 g/l scheinen möglich
• Durch den hohen Sauerstoffeintrag können auch Hochleistungs-Bakterienstämme mit hohem Sauerstoffbedarf erfolgreich eingesetzt werden
• Anpassung des Energieeintrages an die aktuellen Prozessbedingungen (z. B. Biomassebildungsphase und Produktbildungsphase) durch einfache Drehzahlregelung der Umwälzpumpe in allen Betriebszuständen möglich
• Geringerer Energiebedarf für die Verdichtung der sterilen Prozessluft, da nicht der hydrostatische Druck im Fermenter überwunden werden muss
• Sehr kurze Mischzeit im Fermenter durch die Kombinationswirkung von Umwälzleistung der Pumpe, Mischleistung des begasten Freistrahles, Ausbildung eines Mammutpumpen-Effektes infolge der Dichteunterschiede von Freistrahl und Fermenterinhalt und großer Mikroturbulenz und Rückvermischungsrate der aufsteigenden Gasblasen im Fermenter
• Durch die hohe Turbulenz im Reaktor und in der hohen Strömungsgeschwindigkeit in der Umwälzleitung ergeben sich sehr kurze Mischzeiten, die eine örtliche Überdosierung z. B. von Ammoniakwasser zur pH-Regulierung und damit eine Schädigung der Bakterienkultur vermieden
• Durch die hohe Turbulenz im Reaktor sehr gute Bedingungen für einen intensiven Stoffaustausch im System Gas/ Flüssigkeit
• Abtrennung von hoch ausgenutztem Gas (bis zu 15 Vol.-% CO₂) durch Vorentgasung im unteren Teil des Fermenters durch den Entgasungskegel und der Teilentgasung in der Spezialkreiselpumpe und dadurch Schaffung von guten Partialdruckbedingungen für das Lösen von frischem Sauerstoff am Lufteintritt im Begasungsmodul
• Bedingt durch diese optimalen Prozessbedingungen konnten für den Stoffübergang kLA-Werte bis zu 2.200 h-1 bei der Fermentation in einem Sterilfermenter ermittelt werden (Rührfermenter 350 - 800 h-1).
• Durch die hohe Sauerstoffausnutzung und sehr hohe kLA-Werte sind nur Begasungsraten von 0,2 - 0,5 vvm notwendig, im Gegensatz zu Begasungsraten von 1,0 - 1,5 vvm bei herkömmlichen begasten Rührfermentern.
• Durch die wesentlich niedrigere notwendige Begasungsrate und der Begrenzung der Schaumbildung durch die Injektorwirkung des eintretenden Freistrahles beim Auftreffenden auf die Oberfläche des Fermenterinhaltes und einer größeren spezifischen Fermenteroberfläche wird im Verhältnis zum Rührfermenter weniger Entschäumer (bis ca. 50 %) benötigt.
• Im äußeren Umwälzkreislauf können Wärmeübertrager mit großer Übertragungsfläche und hohen k-Zahlen problemlos installiert werden, ohne den Einsatz zusätzlicher Pumpen
• Aufgrund der in Vergleich zu den Rohrschlagen und Doppelmantel-Wärmeübertragern höheren erreichbaren k-Zahlen der Wärmeübertrager von 600 bis 1.000 W/m² * K ergibt sich eine spezifisch kleinere notwendige Wärmeübertragerfläche und vor allem ein geringerer Kühlwasserbedarf
• Das Kühlwasser wird besser genutzt und es wird ein Δ t von 5 bis 8 K erreicht, was Vorteile beim Betrieb des Rückkühlwerkes mit sich bringt.
• Durch die große Produktseitige Überströmmenge kommt es nur zu einer geringen Abkühlung von 0,5 bis 1 K und damit nicht zu einer Schädigung der Bakterienkultur durch höhere Temperaturgradienten
• Die eingesetzte Spezialkreiselpumpe basiert auf einer bewährten Prozesspumpe. Die Pumpe ist das einzige mechanisch bewegte Aggregat im Fermenter, was die Ausfallwahrscheinlichkeit stark verringert im Vergleich zu einem begasten Rührreaktor

Als besonders vorteilhaft hat es sich erwiesen, beim Betrieb des Tauchstrahlfermenters eine Spezialkreiselpumpe einzusetzen, die einerseits in der Lage ist, stark gashaltige Flüssigkeit (minimale Dichte < 400 kg/m³) zu fördern, als auch stark ausgenutztes gelöstes Gas aus dem Fördermedium zu separieren.
Die Vorteile des Einsatzes dieser Spezialkreiselpumpe sind:

• Der Pumpentyp (Fa. KSB, Typ KDBH) beruht auf der bewährten Konstruktion Hydraulik einer Prozesskreiselpumpe und ist das einzige mechanisch bewegte Aggregat in gesamten Fermentationssystem und hat daher nur eine geringe Störanfälligkeit
• Ruhiger Lauf der Pumpe ohne Kavitation oder Abriss der Förderung trotz geringer Dichte im Ansaugstrom (minimale Dichte ca. 400 kg/ m³)
• Hoher hydraulischer Wirkungsgrad von ca. 65 % bei Förderung von Flüssigkeits-Gasgemischen von ca. 550 kg/ m³
• Das abgetrennte Gas/ Schaumgemisch wird im Rückschaufelraum auf etwa Systemdruck entspannt, dadurch Verbesserung des Gas-Löslichkeitsvermögens der umgewälzten Flüssigkeit im Schachtüberfall
• Die im Rückraum abgetrennte Flüssigkeit wird durch die Rückbeschaufelung verlustlos in den Druckstutzen der Pumpe gefördert

In einer besonders bevorzugten Ausführungsform ist das erfindungsgemäße Verfahren so ausgestaltet, dass der mindestens eine Tauchstrahlreaktor modular aufgebaut ist und mindestens die folgenden Module umfasst: Fermentationsbehälter-Modul, Tauchstrahlbelüfter-Modul und Umwälzpumpen-Modul mit Umwälzsystem und Wärmeübertrager.
In einer besonders bevorzugten Ausführungsform ist das erfindungsgemäße Verfahren so ausgestaltet, dass der mindestens eine Tauchstrahlreaktor ein Bruttovolumen von ≥ 7 m³, insbesondere besonders bevorzugt > 200 m³, stärker bevorzugt 500 bis 1.000 m³, besonders bevorzugt 210 bis 300 m³ aufweist.
Es hat sich überraschend gezeigt, dass Tauchstrahlreaktoren mit solch großen Bruttovolumina hervorragend geeignet sind zur biotechnologischen Herstellung von organischen Verbindungen aus einer Kohlenstoffquelle durch aerobe Fermentation. Das erfindungsgemäße Verfahren ist somit besonders geeignet für die großtechnische Herstellung von organischem Produkt durch aerobe Fermentation.
Gerade bei großen Fermentergrößen, bei denen naturgemäß die Probleme der ausreichenden Sauerstoffübertragung und eines ausreichenden Wärmeaustausches besonders prägnant sind, zeigen sich somit die Vorteile des erfindungsgemäßen Verfahrens gegenüber der bisherigen Verfahrensführung unter Einsatz von Rührfermentern.
In einer besonders bevorzugten Ausführungsform ist das erfindungsgemäße Verfahren so ausgestaltet, dass als Verfahrensprodukt eine organische Verbindung hergestellt wird, die ausgewählt ist aus der Gruppe: L-Aminosäuren, n-Butanol, Polyhydroxy-Buttersäure (PHB) und/oder Zitronensäure.
In einer besonders bevorzugten Ausführungsform ist das erfindungsgemäße Verfahren so ausgestaltet, dass die organische Verbindung ausgewählt ist aus Lysin, Asparaginsäure, Isoleucin, Leucin, Threonin, Tryptophan und/oder Valin, insbesondere Lysin.
In einer besonders bevorzugten Ausführungsform ist das erfindungsgemäße Verfahren so ausgestaltet, dass als Stickstoffstoffquelle ein landwirtschaftlich gewonnenes Substrat eingesetzt wird, insbesondere aus Ölsaaten-Extraktionsschroten.
Bei den Ölsaaten-Extraktionsschroten handelt es sich um preisgünstig erhältliche Ausgangsmaterialien.
In einer besonders bevorzugten Ausführungsform ist das erfindungsgemäße Verfahren so ausgestaltet, dass Mikroorganismen eingesetzt werden, ausgewählt aus der folgenden Gruppe: Corynebacter glutamicum, Brevibacterium linens insbesondere Corynebacter glutamicum.
In einer besonders bevorzugten Ausführungsform ist das erfindungsgemäße Verfahren so ausgestaltet, dass als Mikroorganismen nicht gentechnisch-veränderte Mikroorganismen eingesetzt werden.
In einer besonders bevorzugten Ausführungsform ist das erfindungsgemäße Verfahren so ausgestaltet, dass als Mikroorganismen gentechnisch-veränderte Mikroorganismen, insbesondere der Sicherheitsstufe S1, eingesetzt werden.
Der Einsatz von gentechnisch veränderten Mikroorganismen der Sicherheitsstufe S1 stellt einen guten Kompromiss dar zwischen dem Wunsch nach möglichst hohen Produktionsraten und den Erfordernissen der Aufarbeitung, um eine Biokontamination zu vermeiden.
In einer besonders bevorzugten Ausführungsform ist das erfindungsgemäße Verfahren so ausgestaltet, dass das Verfahren kontinuierlich geführt wird.
Es hat sich als besonders vorteilhaft gezeigt, dass das erfindungsgemäße Verfahren auch dazu geeignet ist eine kontinuierliche Betriebsweise zu fahren.
In einer besonders bevorzugten Ausführungsform ist das erfindungsgemäße Verfahren so ausgestaltet, dass mindestens zwei Tauchstrahlreaktoren eingesetzt werden.
In einer besonders bevorzugten Ausführungsform ist das erfindungsgemäße Verfahren so ausgestaltet, dass mindestens zwei Tauchstrahlreaktoren eingesetzt werden, wobei mindestens ein Tauchstrahlreaktor als Anzuchtreaktor eingesetzt wird und mindestens ein Tauchstrahlreaktor als Produktionsreaktor eingesetzt wird.
Bei dieser Verfahrensführung, bei der mindestens ein Tauchstrahlreaktor als Anzuchtreaktor und mindestens ein Tauchstrahlreaktor als Produktionsreaktor eingesetzt wird, lässt sich eine kontinuierliche Durchführung des Verfahrens besonders gut verwirklichen.
Die Erfindung umfasst ferner eine Fermentationsanlage zur biotechnologischen Herstellung von organischen Verbindungen gemäß einem Verfahren der oben beschriebenen Art, wobei die Fermentationsanlage mindestens einen Tauchstrahlreaktor umfasst.
In einer besonders bevorzugten Ausführungsform umfasst die erfindungsgemäße Fermentationsanlage mindestens zwei Tauchstrahlreaktoren.
In einer besonders bevorzugten Ausführungsform ist die erfindungsgemäße Fermentationsanlage so ausgestaltet, dass die Anlage mindestens zwei Tauchstrahlreaktoren umfasst, wobei mindestens ein Tauchstrahlreaktor als Anzuchtreaktor ausgebildet ist und mindestens ein Tauchstrahlreaktor als Produktionsreaktor ausgelegt ist.
Vorzugsweise ist das erfindungsgemäße Verfahren Teil eines Gesamtprozesses zur Herstellung von L-Lysin. Dabei sind neben der eigentlichen biotechnologischen Herstellung des Lysins weitere Downstream-Prozesse zur Aufarbeitung und Reinigung des Produktes der Fermentation Teil des Gesamtprozesses.
Besonders bevorzugt umfasst ein solcher erfindungsgemäßer Prozess zusätzlich zum eigentlichen Herstellungsverfahren des Lysins noch einen oder mehrere der folgenden Verfahrensschritte:
Separation der Biomasse
Stand der Technik sind die Abtrennung durch Mikrofiltration und Separation.
Es wird vorgeschlagen, eine Kombination aus selbstentleerenden Klärseparator mit Teilablauf der schweren Phase (Biomassesuspension) über Düsenablauf mit folgenden Vorteilen:

• Durch die hohe Biomassekonzentration kommt es zu kurzen Betriebszeiten zwischen den Entleerungen. Mit der Kombination erfolgt ein wirtschaftlicher Betrieb des Separators mit hohe TS-Konzentration in der Biosuspension
• Verwendung der konzentrierten Biomassesuspension als Eiweiß-Futtermittel zusammen mit anderen aus dem Bio-Raffinerie-Komplex zur Erzeugung von Lysin und damit keine Lysin-Verluste über die Prozessstufe Separation
• Teilweise Verwertung der abgetrennten Biomasse in der Biomassehydrolyse als Einsatzstoff für die Herstellung der organischen Stickstoffquelle

Ultrafiltration
Die nächste Stufe im Downstream ist die Ultrafiltration zur Abtrennung von Restbiomasse, Rückständen aus der Nährlösung der Fermentation und Proteinen.
Es wird eine 2-stufige Ultrafiltration vorgeschlagen mit:

• 1. Stufe Ultrafiltration: kontinuierlicher Betrieb in einer Cross-flow Ultrafiltration bis zu Konzentrationsfaktor 10-50 x, vorzugsweise 20-25 x
• 2. Stufe Ultrafiltration: Batchbetrieb in zwei parallelen Anlagenteilen (eine Teilanlage in Betrieb, eine an Teilanlage in Reinigung (CIP) oder Standby) und somit durchgängiger Betrieb gewährleistet.
• Betrieb der 2. Stufe mit Hohlfaser oder Rohrmodulen bis zum Gesamt-Konzentrationsfaktor 90-100 x, vorzugsweise 100 x. damit ergibt sich nur ein Verlust von 1 % in Bezug zum Feed-Strom. Es wird vorgeschlagen das UF-Retentat als Futtermittel zu verwerten. Damit ergeben sich auch in der Stufe Ultrafiltration keine Lysin-Verluste
• Einsatz von UF-Membranen in der Trenngrenze 5 bis 100 kDa, vorzugsweise 10 bis 20 kDa.

Nachgelagerte Ansäuerung zur Trennung des Lysin-Ammonium-Komplexes.
Nach dem Stand der Technik erfolgt die Ansäuerung teilweise schon im Fermenter bzw. im Erntetank noch vor der Abtrennung der Biomasse.
Die vorgeschlagene nachgelagerte Ansäuerung des Permeates der Ultrafiltration hat folgende Vorteile:

• Geringerer Säureverbrauch ca. 5 - 10 %
• Kein „Verbrennen der Biomasse“ durch die Säurezugabe und keine Schaumbildung während der Säurezugabe
• Kein Denaturieren des Proteins und damit kein Verblocken der Vorfilter der Ultrafiltration und kein Biofouling/Belagbildung auf der Membran der Ultrafiltration
• Die Ansäuerung kann mit jeder Mineralsäure, vorzugsweise aber mit Schwefelsäure durchgeführt werden

SMB-Chromatographie
Nach dem Stand der Technik erfolgt die Trennung des Lösungsgemisches in wässrige Lysinlösung und anorganische Salzlösung (Ammoniumsulfat-Lösung) mit Ionenaustausch, vorzugsweise mit dem als ISEP-Verfahren bekannten System. Nachteilig ist hier der hohe Verbrauch an Chemikalien für die Regenerierung der beladenen Chromatographie-Säulen und der verbundenen chemischen Belastung der Harze.
Die Vorteile der SMB-Chromatographie sind:

• Kein Verbrauch von Chemikalien (Säure, Lauge) und keine Maßnahmen zur Aufarbeitung der Regenerationslösung (verdünnte Säure, verdünnte Lauge) notwendig, Kosteneinsparung im Vergleich zum Ionenaustausch.
• Keine chemische Belastung des SMB-Harzes durch notwendige Regeneration, daher sehr viel längere Standzeit des Harzes, Kosteneinsparung
• Geringerer apparativer und steuerungstechnischer Aufwand der komplexen SMB-Anlage im Vergleich zu einer mehrstufigen IEx-Anlage
• Der notwendige Eluentbedarf für die SMB-Anlage wird ganz oder teilweise durch Prozesswasser-Rückführung innerhalb des Down stream-Prozesses gewährleistet.
• Der Anteil an recyceltem Prozesswasser als Eluent (RO-Permeat, Brüdenkondensate) beträgt 50-100 %, vorzugsweise 85 %.

Nanofiltration
Im normalen Produktionsprozess für die Herstellung von Lysin-HCL als Futtermittel ist die Nanofiltration nicht notwendig. Wenn aber beabsichtigt ist, Lysin-HCI auch für Nahrungsergänzungsmittel oder in Pharmaqualität zu erzeugen ist ein zusätzlicher Polishing-Schritt notwendig. Es wird vorgeschlagen für diesen zusätzlichen Reinigungsschritt eine Nanofiltration zu verwenden.

• Trenngrenze Nanofiltration im Bereich 100-1.000 Da, vorzugsweise 200-450 Da in der Ausführung als Polymer-Wickelmodule
• Konzentrationsfaktor Nanofiltration 10-70 x, vorzugsweise 20-40 x
• Verwendung des abgetrennten NF-Retentats als Futtermittel, Rückführung in den Produktstrom vor die SMB-Chromatographie oder in den Vorlagetank der nachfolgenden Umkehrosmose, somit sind auch in der Stufe Nanofiltration keine Lysin-Verluste zu verzeichnen.

Umkehrosmose zur Konzentrierung der Lysinlösung
Nach dem Stand der Technik erfolgt die Konzentrierung der wässrigen Lysinlösung (ca. 10-15 Ma-%) meist durch Eindampfung in einer mehrstufigen Fallfilm-Eindampfanlage. Diese Konzentrierung ist mit hohen Investitionskosten (große Anlage zur Verdampfung sehr großer Wassermengen) und ebenso hohen Betriebskosten (Dampf- und Energieverbrauch) verbunden.
Es wird vorgeschlagen die Konzentrierung mit Umkehrosmose vorzunehmen. Begünstigt durch die relativ hohe Molmasse des Lysins, fällt ein sehr reines RO-Permeat in guter Qualität an, das in den Lysinprozess zurückgeführt werden kann als Eluent für die SMB und als Ansatzwasser für die Fermentation.

• Konzentrierung der wässrigen Lysinlösung in einer mehrstufigen Umkehrosmose-Anlage, die in Baumstruktur aufgebaut ist, wobei jede separate Stufe mit einer Druckerhöhungspumpe ausgerüstet ist, die einen ansteigenden Druck in jeder Stufe erzeugt
• Vollständige Rückführung der RO-Permeate in die Prozessstufen SMB als Eluent und in die Fermentation als Ansatzwasser im Fermenter. Damit wird auch diese Prozessunit ohne Verlust an Lysin betrieben.
• Konzentrierung der wässrigen Lysinlösung durch Umkehrosmose bis auf ca. 30 Ma-% entsprechend dem osmotischen Druck der Lösung und dem aufgewendeten Druck in der Umkehrosmose.

Eindampfung konzentrierte Lysinlösung
Das Konzentrat der Umkehrosmose, die konzentrierte Lysinlösung wird anschließend in einer, dem Stand der Technik entsprechenden mehrstufigen Eindampfanlage weiter konzentriert. Entsprechend dem in der Umkehrosmose erreichten Konzentrationsfaktor (z. B. 3 x), wird nur noch ein Drittel der Wasserverdampfungsleistung benötigt.

• Das in der Eindampfung erhaltene Brüdenkondensat wird vollständig in die Prozessstufe SMB als Eluent zurückgeführt.
• Durch die wesentlich kleinere Eindampfanlage erfolgt auch eine Verkürzung der Kontaktzeit der einzudampfenden Lösung auf den heißen Wärmeübertragerflächen der Eindampfung. Durch die geringere thermische Belastung wird das Produkt schonender eingedampft und es wird eine bessere Produktqualität der Kristalle erzielt.

Nachgelagerte Ansäuerung mit Salzsäure
Nach dem Stand der Technik erfolgt die Ansäuerung mit Salzsäure bereits vor der Eindampfung. Dies hat jedoch den Nachteil, dass infolge der hohen Belastung mit Chloridionen das Material insbesondere in den ersten Eindampfstufen, wo eine höhere Temperatur herrscht, aus sehr teurem und hochwertigem Edelstahl gefertigt werden muss.

• Durch eine nachgelagerte Ansäuerung mit Salzsäure wird dieser Nachteil vermieden und die Eindampfung kann in normalem Edelstahl, z.B. 1.4571 gefertigt werden.

Kristallisation
Nach der Ansäuerung mit HCl erfolgt als letzter Schritt die Kristallisation nach dem Stand der Technik. Bei der Kristallisation fällt eine Mutterlauge an, die aus dem Prozess ausgekreist werden muss, um eine gleichbleibend gute Qualität der Kristalle zu erhalten.

• Es wird vorgeschlagen, die auszuschleusende Mutterlauge zur Futtermittelanlage der Lysin-Bioraffinerie zu senden.

Mit diesem letzten Vorschlag zur Rückführung fallen keine Prozess-bedingten Verluste im gesamten Lysin-Herstellungsprozess in der Lysin-Bioraffinerie an.
Lysin-Verluste ergeben sich somit nur durch Fehlchargen in der Fermentation und durch Leckagen beim Entleeren der Fermentoren und Lagertanks/Behälter.
Konzentrierung des SMB-Raffinates mit Umkehrosmose und Gewinnung von Ammoniumsulfat als Düngemittel
Bei der chromatographischen Trennung in der Prozessunit SMB fällt eine wässrige Lösung des Ammoniumsalzes der eingesetzten Mineralsäure, meist als Ammoniumsulfat in einer Konzentration von ca. 5-6 Ma-% an.
Nach dem Stand der Technik wird diese Salzlösung mit mehrstufiger Eindampfung konzentriert und anschließend mit Eindampfkristallisation zu einem kristallinen Düngemittel verarbeitet.
Die Eindampfung dieser relativ verdünnten Lösung ist sowohl von den daraus resultierenden Anlagenkosten (sehr hohe Wasserverdampfungsleistung) als auch von den Betriebskosten (hoher Dampf- bzw. Elektroenergiebedarf) sehr Kosten intensiv.

• Es wird vorgeschlagen, diese Lösung durch Umkehrosmose zu konzentrieren. Es ist eine Konzentrierung um den Konzentrationsfaktor 3-4 möglich.
• Das erhaltenen RO-Permeat wird vollständig im Lysin-Herstellungsprozess recycelt. Ein großer Teil von ca. 50 - 75 % werden als Eluent bei der SMB-Chromatographie eingesetzt und der restliche Anteil (25 - 50 %) als Ansatz bzw. Spülwasser für die CIP-Reinigung (Cleaning in Place) der Fermentationsstufe eingesetzt.
• Verwendung eines Teils der konzentrierten Ammoniumsulfatlösung zur Abdeckung des anorganischen Stickstoffbedarfs in der Fermentation. Es wird vorgeschlagen den Anteil an anorganischen Stickstoff im Ansatzmedium der Fermentation zu 50-100 %, vorzugsweise zu 75 Ma-% aus dem konzentrierten Raffinatablauf der SMB-Chromatographie zu decken. Mit diesem internen Recycling der Ammoniumsulfatlösung wird Ammoniakwasser und damit Rohstoffkosten eingespart. Im SMB-Raffinat werden auch alle in der Lösung enthaltenen Nährsalze konzentriert, was zu einer Reduzierung des Nährsalzbedarfs der Fermentation führt. Es braucht immer nur die tatsächlich umgesetzte Nährsalzmenge im Fermenteransatz ergänzt werden.
• Durch die Rückführung der im Prozess entstehenden Ammoniumsulfatlösung verringert sich zwar auch die Menge an Ammoniumsulfat für die Düngemittel-produktion, aber auch die nachfolgenden Prozessstufen Eindampfung und Kristallisation werden entsprechend kleiner, was aber auch zu einer Reduzierung der Anlagen-und Betriebskosten führt.
• Nach der Konzentrierung wird die Ammoniumsulfat-Lösung einer herkömmlichen mehrstufigen Eindampfung unterzogen. Das entstehende Brüdenkondensat wird vollständig für den Einsatz als Eluent der SMB-Chromatographie verwertet, wodurch der Einsatz von RO-Wasser weiter verringert wird.
• Es wird vorgeschlagen die abzuführende AMS-Mutterlauge in Form eines Flüssig-Düngemittels abzugeben

Gewinnung von flüssigem CO₂ oder Trockeneis aus der Fermenterabluft
Bei Fermentationen nach dem Stand der Technik wird das Abgas aus der Fermentation infolge des nur geringen Anteils an CO₂ (ca. 2 - 5 Vol.-%) vollständig als Emission an die Atmosphäre abgegeben.
Durch die Fermentation mit dem Tauchstrahlbelüftungsverfahren wird die eingetragene Prozessluft stärker ausgenutzt und es werden CO₂-Konzentrationen von 7-12 Vol.-% in der Abluft erreicht. Mit diesen hohen CO₂-Konzentrationen kann z. B. eine Aminwäsche wirtschaftlich betrieben werden.

• Es wird vorgeschlagen, einen Teil des Abgases aus der Hauptfermentation einer Aminwäsche zu unterziehen und das darin enthalten CO₂ abzutrennen. In einer anschließenden Desorption wird das CO₂ wieder aus der Waschlösung abgetrennt und in nachfolgenden Schritten zu Flüssig-CO₂ oder Trockeneis weiterverarbeitet.
• Der zu behandelnde Abgasteilstrom soll in der Zeit des höchsten Sauerstoffbedarfs, d. h. im letzten Teil der Biomassewachstumsphase und dem Teil der höchsten Produktivität in der Produktbildungsphase, d. h. in der Fermentationszeit von der 14.-50. Stunde entnommen und verarbeitet werden.
• Da das in der Fermentation gebildete CO₂ aus einem definierten aeroben Fermentationsprozess stammt, ist es von hoher Reinheit und sehr guter Qualität, sodass auf eine Aufbereitung des Gases wie z. B. bei der Biogaserzeugung oder aus Rauchgasen verzichtet werden kann.
• Mit der Gewinnung von CO₂ aus dem Fermenterabgas und Erzeugung von CO₂ Flüssiggas oder Trockeneis wird ein weiteres Beiprodukt wirtschaftlich erzeugt, die Ökonomie des Gesamtprozesses gesteigert, die Abgasemission verringert und der CO₂-Foot-Print des Lysin-Herstellungsverfahren verbessert.

Bio-Raffinerie zur Erzeugung von Lysin
Mit der Gesamtheit der vorgeschlagenen Rückführungen von Prozesswasser, der Nutzung von Abprodukten eines Anlagenteils zur Gewinnung von vermarktungsfähigen Nebenprodukten und Reduzierung des Wasser-, Dampf- und Energiebedarfs werden Synergien zur deutlichen Verbesserung der Wirtschaftlichkeit der Gesamtanlage geschaffen.
In der Gesamtheit des Lysin-Bioraffinerie-Komplexes ergeben sich folgende Vorteile. Die 3 bis 5 zeigen Blockdiagramme des erfindungsgemäßen Verfahrens in verschiedenen Einzelheiten.

• Nutzung der Rückstände aus der Getreideverarbeitung (z.B: Kleie) zusammen mit der thermolysierten Biomasse aus der Fermentation und Retentaten des Downstream-Prozesses zur Herstellung eins Lysin-angereicherten Futtermittels
• Nutzung eines Teils der abgetrennten Biomasse aus der Fermentation zur Gewinnung von α-Amino-Stickstoff für die Fermentation mittels saurer Hydrolyse
• Nach dem Stand der Technik wird vorwiegend Maisquellwasser (MQW) eingesetzt. Maisquellwasser steht aber nicht immer in einer gleichbleibenden Qualität (Alterung, Abbau der biologischen Wirksamkeit) zur Verfügung, bzw. der Einsatz für Maisquellwasser-Pulver empfiehlt sich nur für die Anzucht der Impfkultur. Für den Einsatz in der Hauptfermentation ergeben sich durch die Verwendung von MQW-Pulver zu hohe Rohstoffkosten.
• Nutzung von einheimischen, gut und in gleichbleibender Qualität und zu einem attraktiven Preis verfügbaren Ölsaaten-Extraktionsschroten als organische Stickstoffquelle für die Fermentation und Aufschluss dieser Extraktionsschrote mittels saurer Hydrolyse.
• Nutzung der abgetrennten Feststoffe aus der sauren Hydrolyse als Bodenverbesserer oder als Futtermittel
• Reduzierung des Bedarfs an Ammoniakwasser als anorganische Stickstoffquelle für den Fermenteransatz und Reduzierung der Nähr- und Spurensalze durch Rückführung eines Teils der anfallenden und durch Umkehrosmose konzentrierten SMB-Raffinatlösung durch Rückführung der Ammoniumsulfat-Lösung
• Konzentrierung und Nutzung von Prozesswasserströmen durch moderne Cross-flow Membranverfahren wie mehrstufige Ultrafiltration, Nanofiltration und Umkehrosmose
• Rückführung aller bei der Umkehrosmose anfallenden RO-Permeate als Eluent der SMB-Chromatographie, zum Fermenteransatz und Nährlösungen sowie für die CIP-Reinigung der Fermentoren und Membrananlagen und damit deutliche Senkung des Prozesswasserbedarfs
• Rückführung aller anfallenden Brüdenkondensate in den Downstream-Prozess z.B. als Eluent für die SMB-Chromatographie
• Teilweise Nutzung der hoch an CO₂-haltigen Abluft zur Erzeugung von CO₂-Flüssiggas oder Trockeneis mittel Aminwäsche der Fermenterabluft, bei gleichzeitiger Reduzierung der Abluftemission und Verbesserung des CO₂-Foot Print der Lysin-Bioraffinerie
• Teilweise Nutzung des Fermenterabgases im Gartenbau in Gewächshäusern mit folgenden Vorteilen:
- - Nutzung des enthaltenen CO₂ zur Steigerung der Photosynthese-Leistung und damit des Pflanzenwachstums im Gewächshaus
- - Heizen des Gewächshauses durch den Wärmeinhalt aus der der Fermenterabluft mit ca. 30 °C
- - Nutzung der Restfeuchte im Gas für die Wasserversorgung der Pflanzen
• Bei Verwendung von genmanipulierten Mikroorganismen in der Fermentation wird vorgeschlagen, diese, besonderen Sicherheitsmaßnahmen unterliegenden Mikroorganismen (Sicherheitsstufe S1), nach der Biomasseabtrennung durch Separation einer Thermolyse zu unterziehen und diese Bakteriensuspension anschließend in einem thermophil betriebenen Biogasreaktor weiter zu behandeln. In Versuchen wurde festgestellt, dass diese Mikroorganismen nach der Passage durch den Biogasreaktor genetisch nicht mehr feststellbar waren. Die S1-Bakterienbiomasse wird damit vollständig stofflich zu Biogas verwertet. Damit wird auch für diesen besonderen Betriebsfall eine sichere und ohne großen technischen Aufwand durchführbare Entsorgung gewährleistet. Der Gärrest des Biogasreaktors kann dann nach einer Fest/Flüssig-Trennung als Bodenverbesserer eingesetzt werden, während die flüssige Phase in die Abwasseranlage eingeleitet werden kann.
• Verwertung des Überschussschlamms aus den Abwasseranlage in der Biogasanlage
• Verwertung des erzeugten Biogases in einem Blockheizkraftwerk mit Nutzung der erzeugten Elektroenergie in der Anlage und Verwertung der thermischen Energie zur Nutzung als Prozesswärme für Vorwärmen von Einsatzlösungen und Erwärmen von Reinigungslösungen (Spülwasser, CIP-Lösungen usw.) und alle Einsatzmöglichkeiten im mittleren Temperaturbereich.
• In dem vorgeschlagenen Konzept für eine Lysin-Bioraffinerie können durch den Einsatz von technischen Maßnahmen wie regenerativen Wärmetausch und moderner Membranverfahren folgende Effekte erreicht werden:
- - Verringerung des Kühlwasserbedarfs
- - Verringerung des Bedarfs an Frischwasser für Ansatz Nährlösungen und für Reinigungszwecke
- - Verringerung des Bedarfs an Umkehrosmose-Wasser als Eluent in der SMB-Chromatographie
- - Verringerung des Wasserbedarfs für Spülen und Reinigung (CIP) der Fermentoren und der Membrananlagen

Das erfindungsgemäße Verfahren umfasst somit vorzugsweise einen oder mehrere der folgenden Aufarbeitungsschritte:

- Biomasseabtrennung mit Separator; Kombination Klärseparator/ Düsenablauf;
- Ultrafiltration; 2-stufig;
- Nachgelagerte Ansäuerung von UF- Permeat;
- SMB- Chromatographie;
- Konzentrierung der wässrigen Lysinlösung mittel Umkehrosmose und Recycling des RO- Permeates als Eluent für die SMB und als Ansatzwasser für die Fermentation;
- Konventionelle Eindampfung des RO- Konzentrates;
- Nachgelagerte Ansäuerung mit HCl zu Bildung des Lysin-HCI;
- Konventionelle Eindampfkristallisation;
- Konzentrierung des SMB- Raffinates (wässrige Ammoniumsulfat-Lösung) mit Umkehrosmose und Recycling des RO- Permeates als Eluent der SMB und zu Reinigungszwecken, anschließend Eindampfung und Kristallisation;
- Rückführung eines Teils des RO-Konzentrates zur Abdeckung des α-naorganischen Stickstoffbedarfs im Fermenteransatz;
- Teilweise Nutzung der Fermenterabluft mittels Aminwäsche und Desorption zur Herstellung von Flüssig-CO₂ und Trockene, sowie eines weiteren Teils der Abluft für die Begasung von Gewächshäusern zur Steigerung des Pflanzenwachstums.

Im Folgenden wird eine Konkordanzliste für die Blockschemata 3-5 angegeben:
Konkordanz Liste Blockschemata Figur 3- 5

Nummer	Bezeichnung Verfahrensschritt / Ausrüstung
1	Vermahlung
2	Verzuckerung
3	Konzentrierung
4	Lagerung
5	Kurzzeiterhitzer, Sterilisation C- Quelle
6	Saure Hydrolyse
7	Feststoffabtrennung Hydrolysat
8	Mischen, Lagern
9	Kurzzeiterhitzer, Sterilisation N- Quelle
10	Hauptfermentation
11	Impffermentation
12	Fermenterablauf (Batch)
13	Erntetank
14	Feedstrom Separation (kontinuierlich)
15	Steril- Luft Fermentation
16	Abluft Hauptfermenter
17	CO₂ Gewinnung aus Abluft
18	Flüssig CO₂, Trockeneis
19	Abluftnutzung Gartenbau/ Gewächshaus
20	Separation
21	Klarlauf Separation
22	Biomasse- Suspension
23	Biomassesuspension zur Thermolyse
30	Ultrafiltration
31	Permeat Ultrafiltration
32	Retentat Ultrafiltration
33	Ansäuerung Permeat Ultrafiltration
34	Konzentrierte Schwefelsäure, 96 %
35	Anqesäuertes UF- Permeat, Feedstrom SMB- Chromatographie
40	Simulated Moving Bed- Chromatographie (SMB)
41	Eluentstrom SMB
42	SMB- Extrakt, wässrige Aminosäure- Lösung
43	SMB- Raffinat, wässrige Ammoniumsulfat- Lösung
44	Ergänzung RO- Wasser Eluent SMB
45	Nanofiltration
46	Permeat Nanofiltration
47	Retentat Nanofiltration
50	Umkehrosmose Aminosäure Lösung
51	Konzentrat Umkehrosmose Aminosäure
52	Permeat Umkehrosmose
53	Teilstrom Permeat Umkehrosmose für Eluent SMB
54	Teilstrom Permeat Umkehrosmose für Fermenteransatz
60	Eindampfung Konzentrat Umkehrosmose
61	Konzentrat Aminosäurelösung
62	Brüdenkondensat Eindampfung Aminosäurelösung als Eluent SMB
65	Ansäuerung Aminosäurekonzentrat mit Salzsäure
66	Konzentrierte Salzsäure
67	Lysin- HCl- Konzentrat zur Kristallisation
70	Kristallisation Lysin- HCl
71	Konfektionierung Lysin- HCL- Kristalle
72	Lysin- Mutterlauge zur Futtermittel- Anlage
80	Umkehrosmose SMB- Raffinat
81	Konzentrat Ammoniumsulfat- Lösung zur Kristallisation
82	Teilstrom Konzentrat Ammoniumsulfatlösung zum Fermenteransatz
83	Permeat Umkehrosmose SMB- Raffinat
84	Teilstrom Permeat Umkehrosmose als Eluent SMB
85	Teilstrom Permeat Umkehrosmose Fermenteransatz
86	Teilstrom Permeat Umkehrosmose als Ansatz CIP- Lösung
90	Ammoniumsulfat- Kristallisation
91	Konfektionierung Ammoniumsulfat- Düngemittel
92	Rückführung Brüdenkondensat Eindampfung als Eluent SMB
93	Ammoniumsulfat- Mutterlauge für Bodenverbesserer
94	Bodenverbesserer für Gartenbau
100	Down stream Prozess
102	Enzyme für Stärke- Verzuckerung
110	Aufarbeitung Aminosäure - Linie
120	Futtermittel Herstellung
121	Futtermittel, Lysin- haltig
122	Abprodukte Getreidevermahlung zur Futtermittelherstellung
123	Biomasse- Suspension biolog. Gefährdung S 1
130	Aufarbeitung Ammoniumsulfat- Linie
132	Retentat Ultrafiltration aus biolog. Gefährdung S 1
170	Feststoffe saure Hydrolyse als Bodenverbesserer
200	Abwasserbehandlung
201	Abwasser Lysinanlage
202	Ablauf gereinigtes Abwasser
203	Überschuss Klärschlamm zur Biogasanlage
210	Biogasanlage
211	Biogas
212	Ablauf Biogasreaktor
213	Gärrest Biogasreaktor als Bodenverbesserer
214	Biologisches Abwasser Lysinanlage biolog. Gefährdung S 1
220	Biogas- Blockheizkraftwerk
221	Elektroenergie Blockheizkraftwerk
222	Prozesswärme Blockheizkraftwerk
230	Biomasse- Thermolyse
231	Biomasse- Hydrolysat, N- Quelle Fermentation
232	Prozess- Dampf

Das erfindungsgemäße Verfahren wird durch das nachfolgende Beispiel weiter erläutert. Im folgenden Beispiel wurde unter realen Bedingungen eine Lysin-Fermentation in 7 m³ Tauchstrahlfermenter durchgeführt.
Fermentationssystem:

Fermenter:	7 m³ Tauchstrahlfermenter in steril Ausführung
Werkstoff:	Edelstahl 1.4571
Oberflächengüte:	Behälter 6 µm, elektropoliert
Wärmetauscher:	Rohrbündelwärmetauscher, Oberflächenrauigkeit ca. 20 µm
Umwälzpumpe:	Prozesspumpe, Pumpenwerk Halle Typ KDBH 300/ 315
Kultivierung und Anzucht des Inoculum
Bakterienstamm :	Corynebacter glutamicum 5-31, ZIMET Jena, 1988
Anzucht des Inoculums:	in vier Schritten vom Schrägagar-Röhrchen bis zum Animpfen der Hauptfermenters

1. Anzucht Impfmaterial
Standkultur im 500 ml Standkolben
60 ml Anzuchtmedium beimpft mit einer Öse aus Schrägagarkultur
Inkubationszeit:	24 h
pH-Wert:	6,8
Temperatur:	29 °C
Bewertung:	Nachweis Kontamination, negativ

2. Impffermentation 1
Schüttelkultur 50 ml Ansatz im 500 ml Schüttelkolben
Medium:	5 g Saccharose, 50 g/l Maisquellwasser
Animpfen:	5 ml Medium aus Standkultur
Schüttelfrequenz:	200 min-1
Inkubationszeit:	24 h
Temperatur:	29 °C
Bewertung:	Nachweis Kontamination, negativ

3. Impffermentation 2
130 l Rührfermenter
Medium:
Saccharose-Konzentration:	100 g/kg
Maisquellwasser:	50 g/kg
Sojaextraktionsschrot-Hydrolysat:	25 g/kg
Sonnenblumenöl:	3 g/kg
Vitamine:	Biotin, Thiamin
Masseninhalt Fermenter:	20 kg
Impfmedium:	100 ml Medium aus Schüttelkultur
Kulturführung:	intensives Rühren und Belüften
Fermentationszeit:	ca. 14 h
Temperatur:	29 °C
pH-Wert:	6,8
Biomassekonzentration:	4 g/l
Log. Verdopplungszeit:	0,8 h
Bewertung:	Kulturführung bis zum Abbruch der log. Wachstumsphase, Nachweis Kontamination, negativ Überführung des gesamten Masseninhaltes vom 100 I Rührfermenter als Inoculum in den vorbereiteten 800 I Rührfermenter

4. Impffermentation 3
800 l Rührfermenter
Medium:
Saccharose-Konzentration:	100 g/kg
Maisquellwasser:	50 g/kg
Sojaextraktionsschrot-Hydrolysat:	50 g/kg
Sonnenblumenöl:	3 g/kg
Vitamine:	Biotin, Thiamin
Masseninhalt Fermenter:	300 kg
Impfmedium:	100 ml Medium aus Schüttelkultur
Kulturführung:	intensives Rühren und Belüften
Fermentationszeit:	ca. 16 h
Temperatur:	29 °C
pH-Wert:	6,9
Biomassekonzentration :	7 g/l
Log. Verdopplungszeit:	ca. 1,1 h
Bewertung:	Kulturführung bis zum Abbruch der log. Wachstumsphase Nachweis Kontamination, negativ Überführung des gesamten Masseninhaltes vom 800 I Rührfermenter als Inoculum in den vorbereiteten 7 m³ Tauchstrahlfermenter

Vorbereitung Hauptfermentation im 7 m³ Tauchstrahlfermenter
Die Hauptfermentation wurde in folgenden Schritten auf die Fermentation vorbereitet:

• First Rinse: Spülen mit Prozesswasser bei ca. 50 °C, Dauer ca. 0,5 h,
• CIP-Reinigung mit ca. 3 % NaOH-Lösung, 50 °C, Dauer ca. 1,0 h,
• Laste Rinse: Klarspülen mit Sterilwasser, ca. 50 °C, Dauer ca. 0,5 h
• Befüllen mit ca. 2 m³ Sterilwasser und Aufheizen für SIP-Behandlung (Sterilization in Place) durch Dampfbeaufschlagung des Rohrbündelwärmetauschers bis auf ca. 80 °C, Zeitdauer ca. 1 h
• Sterilisation Zuluftfilter
• Zugabe von Niederdruck-Dampf über die sterilisierte Zuluftleitung direkt in den Fermenter, Aufheizen auf 121 °C
• Sterilisation des Fermentersystems durch Spülen des Leitungssystems, Einfahren der Messsonden und Betätigen der Probenahme nach festgelegtem Ablaufplan
• SIP des Fermentersystems nach Erreichen der Sterilisationstemperatur von 121 °C, Zeitdauer ca. 1 h
• Beenden der Sterilisation, entleeren des Fermenters durch Nachfahren von Sterilluft
• Befüllen des Fermenters mit der vorbereiteten Nährlösung und Sterilwasser für den Fermentationsansatz
• Zugabe der vorbereiteten Saccharoselösung in den Fermenter, vorherige Sterilisation der Glucoselösung bei ca. 124 °C über Kurzzeiterhitzung/Konti-Sterilisation mit Spiralwärmetauscher
• Abkühlung des Fermentationsmediums auf die Fermentationstemperatur von 30 °C
• Überprüfung der Messsonden (pO₂, pH), Vorbereitung Animpfen Haupt - fermentation
• Kontrolle der Temperatur und des Systemdrucks von 110 kPa, Beginn Zugabe von Sterilluft über den Schachtüberfall des Fermenters
• Überführung des Inoculums aus dem 800 I Fermenter und Beginn der Fermentation

Fermentationsmedium Hauptfermentation im 7 m³ Tauchstrahlfermenter

Masseninhalt Beginn Fermentation:	3.700 kg
Saccharoselösung:	120 g/kg
Maisquellwasser:	25 g/kg
Sojaextraktionsschrot-Hydrolysat:	12 g/kg
Summe α-Amino-Stickstoff:	2,5 g/kg
Kaliumdihydrogenphosphat:	4 g/kg
Magnesiumsulfat:	0,5 g/kg
Sonnenblumenöl:	0,5 g/kg
Thiamin:	0,18 mg/kg
Biotin:	0,045 mg/kg

Hauptfermentation Biomassewachstumsphase

Temperatur:	29-30 °C
pH-Wert:	6,8-6,9
Systemdruck (Überdruck im Fermenter):	30 kPa
Dauer Biomassewachstumsphase:	16 h
Dichte im Fermenter:	480-620 kg/m³
Dichte in der Druckleitung Pumpe:	780-830 kg/m³
Umwälzmenge Prozesspumpe:	250-450 m³/h Regelung nach pO₂-Konz./O₂-Bedarf
Luftmenge, 1,2 bar:	120-325 m³/h (ansteigend mit Biomassewachstum)
pO₂-Konzentration:	25-30 %, (Ende log. Wachstumsphase)
O₂-Konzentration Abluft:	9-15 Vol.-%, (fallend mit Biomassewachstum)
CO₂-Konzentration Abluft:	6-11,5 Vol.-% (ansteigend mit Biomassewachstum)
Sauerstoffausnutzung :	20-45 % (ansteigend mit Biomassewachstum)
Biomassekonzentration :	ca. 33 g/l (Ende Wachstumsphase)
Saccharosekonzentration 16. H:	25 g/l (Ende Wachstumsphase)
Lysinkonzentration 16. H:	20 g/l (Ende Wachstumsphase)
Sauerstoffeintrag :	15-29,3 kg O₂/h (ansteigend mit Biomassewachstum)
Sauerstoffeintragsleistung:	4,3-8,4 kg O₂/t*h (ansteigend mit Biomassewachstum)
Stoffübergangskoeffizient KLa:	800-1.250 h-1 (ansteigend mit BM-Wachstum, O₂-Bedarf)
Abzuführende Prozesswärme:	60-95 kW/h (ansteigend mit Biomassewachstum)
K-Zahl Rohrbündel-WÜ:	600-950 W/m³ *K (ansteigend mit Biomassewachstum)

Hauptfermentation Produktbildungsphase

Temperatur:	29-30 °C
pH-Wert:	6,8-6,9
Systemdruck (Überdruck im Fermenter):	30 kPa
Dauer Produktbildungsphase:	48 h
Fermentationszeit Produktbildung:	17.-65. h
Dichte im Fermenter:	500-720 kg/m³ (ansteigend mit RS-Dosierung)
Dichte in der Druckleitung Pumpe:	800-880 kg/m³
Umwälzmenge Prozesspumpe:	350-400 m³/h Regelung nach pO₂-Konz./O₂-Bedarf
Luftmenge, 1,2 bar:	90-125 m³/h Regelung nach pO₂-Konz./O₂-Bedarf
pO₂-Konzentration:	10-15 %
O₂-Konzentration Abluft:	10-11,5 Vol.-%
CO₂-Konzentration Abluft:	10-11,5 Vol.-%
Sauerstoffausnutzung :	40-45 %
Biomassekonzentration :	ca. 35 g/l
Saccharosekonzentration:	25-45 g/l (abhängig vom Feeding)
Endkonzentration Saccharose:	8 g/l
Dosierung Feedinglösung:	82 kg/2 h
Lysinkonzentration 64.H:	105 g/l (Ende Fermentation, abernten Fermenter)
Sauerstoffeintrag :	18-23,2 kg O₂/h
Sauerstoffeintragsleistung:	3,4-5,5 kg O₂/t*h (fallende Tendenz im Verlauf)
Stoffübergangskoeffizient kLA:	400-650 h-1 (fallende Tendenz im Verlauf)
Abzuführende Prozesswärme:	50-65 kW/h (fallende Tendenz im Verlauf)
K-Zahl Rohrbündel-WÜ:	400-700 W/m³ *K

Die Versuchsauswertung ist in 6 und 7 gezeigt.

Claims

Verfahren zur biotechnologischen Herstellung von organischen Verbindungen aus einer Kohlenstoffquelle durch aerobe Fermentation mit Mikroorganismen, wobei für die aerobe Fermentation mindestens ein Tauchstrahlreaktor eingesetzt wird.
Verfahren gemäß Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, dass der mindestens eine Tauchstrahlreaktor modular aufgebaut ist und mindestens die folgenden Module umfasst: Fermentationsbehälter-Modul, Tauchstrahlbelüfter-Modul und Umwälzpumpen-Modul mit Umwälzsystem und Wärmeübertrager.
Verfahren gemäß Anspruch 1 oder 2, dadurch gekennzeichnet, dass der mindestens eine Tauchstrahlreaktor ein Bruttovolumen von ≥ 7 m³, insbesondere besonders bevorzugt > 200 m³, stärker bevorzugt bis 500- 1.000 m³, besonders bevorzugt 210 bis 300 m³ aufweist.
Verfahren gemäß mindestens einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass als Verfahrensprodukt eine organische Verbindung hergestellt wird, die ausgewählt ist aus der Gruppe: L-Aminosäuren, n-Butanol, Polyhydroxy-Buttersäure (PHB) und/oder Zitronensäure.
Verfahren gemäß mindestens einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass die organische Verbindung ausgewählt ist aus Lysin, Asparaginsäure, Isoleucin, Leucin, Threonin, Tryptophan und/oder Valin, insbesondere Lysin.
Verfahren gemäß mindestens einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass als Stickstoffquelle ein landwirtschaftlich gewonnenes Substrat eingesetzt wird, insbesondere in Form von Ölsaaten-Extraktionsschroten.
Verfahren gemäß mindestens einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass Mikroorganismen eingesetzt werden, ausgewählt aus der folgenden Gruppe: Corynebacter glutamicum, Brevibacterium linens, insbesondere Corynebacter glutamicum.
Verfahren gemäß Anspruch mindestens einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass als Mikroorganismen nicht gentechnisch-veränderte Mikroorganismen eingesetzt werden.
Verfahren gemäß mindestens einem der Ansprüche 1 bis 8, dadurch gekennzeichnet, dass als Mikroorganismen gentechnisch-veränderte Mikroorganismen, insbesondere der Sicherheitsstufe S1, eingesetzt werden.
Verfahren gemäß mindestens einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass das Verfahren kontinuierlich geführt wird.
Verfahren gemäß Anspruch 10, dadurch gekennzeichnet, dass mindestens zwei Tauchstrahlreaktoren eingesetzt werden.
Verfahren gemäß Anspruch 10 oder 11, dadurch gekennzeichnet, dass mindestens zwei Tauchstrahlreaktoren eingesetzt werden, wobei mindestens ein Tauchstrahlreaktor als Anzuchtreaktor eingesetzt wird und mindestens ein Tauchstrahlreaktor als Produktionsreaktor eingesetzt wird.
Verfahren nach gemäß mindestens einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass das Verfahren einen oder mehreren der folgenden Aufarbeitungsschritte umfasst: - Biomasseabtrennung mit Separator; Kombination Klärseparator/ Düsenablauf; - Ultrafiltration; 2-stufig; - Nachgelagerte Ansäuerung von UF- Permeat; - SMB- Chromatographie statt aufwendigen Ionenaustausch, kein Verbrauch von Regenrationsmitteln (Säure, Lauge) für Austauscherharz; - Konzentrierung der wässrigen Lysinlösung mittel Umkehrosmose und Recycling des RO- Permeates als Eluent für die SMB und als Ansatzwasser für die Fermentation; - Konventionelle Eindampfung des RO- Konzentrates; - Nachgelagerte Ansäuerung mit HCl zu Bildung des Lysin-HCI; - Konventionelle Eindampfkristallisation; - Konzentrierung des SMB- Raffinates (wässrige Ammoniumsulfat-Lösung) mit Umkehrosmose und Recycling des RO- Permeates als Eluent der SMB und zu Reinigungszwecken, anschließend Eindampfung und Kristallisation nach Stand der Technik; - Rückführung eines Teils des RO-Konzentrates zur Abdeckung des anaorganischen Stickstoffbedarfs im Fermenteransatz; - Teilweise Nutzung der Fermenterabluft mittels Aminwäsche und Desorption zur Herstellung von Flüssig- CO2 und Trockene, sowie eines weiteren Teils der Abluft für die Begasung von Gewächshäusern zur Steigerung des Pflanzenwachstums.
Fermentationsanlage zur biotechnologischen Herstellung von organischen Verbindungen, insbesondere gemäß einem Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 13, wobei die Fermentationsanlage mindestens einen Tauchstrahlreaktor umfasst.
Fermentationsanlage gemäß Anspruch 14, dadurch gekennzeichnet, dass die Fermentationsanlage mindestens zwei Tauchstrahlreaktoren umfasst.
Fermentationsanlage gemäß Anspruch 14, dadurch gekennzeichnet, dass die Anlage mindestens zwei Tauchstrahlreaktoren umfasst, wobei mindestens ein Tauchstrahlreaktor als Anzuchtreaktor ausgebildet ist und mindestens ein Tauchstrahlreaktor als Produktionsreaktor ausgelegt ist.